化工原理專業(yè)課設(shè)計(jì)

1、2007屆化工原理專業(yè)課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目 常壓甲醇-水體系篩板精餾塔的設(shè)計(jì) 專 業(yè) 化學(xué)工程與工藝 學(xué)生姓名 張 渝 班級(jí)學(xué)號(hào) 化 工 070702 指導(dǎo)教師 邢衛(wèi)紅 劉暢 設(shè)計(jì)時(shí)間2010年6月14日-2010年6月25日課程設(shè)計(jì)成績(jī)?cè)O(shè)計(jì)說(shuō)明書、計(jì)算書及設(shè)計(jì)圖紙質(zhì)量，70%獨(dú)立工作能力、綜合能力及設(shè)計(jì)過(guò)程表現(xiàn)，20%設(shè)計(jì)答辯及回答問(wèn)題情況，10% 設(shè)計(jì)最終成績(jī)（五級(jí)分制）指導(dǎo)教師簽字 南 京 工 業(yè) 大 學(xué)化 工 原 理 課 程 設(shè) 計(jì) 任 務(wù) 書專業(yè): 化學(xué)工程與工藝 班 級(jí):化工0707 姓 名: 張渝 設(shè)計(jì)日期: 2009 年 6 月 14 日至 2009 年 6 月 25 日設(shè)計(jì)題目:

2、 常壓甲醇水體系篩板精餾塔的設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)條件:1.已知：進(jìn)料量 F=220 kmol/h；進(jìn)料濃度Z=0.15(輕組分摩爾分率)； 進(jìn)料狀態(tài)q=1（泡點(diǎn)液體）；2.操作條件：1）塔頂壓強(qiáng)p=4 kPa(表壓)，單板壓降不大于0.7kPa。2）塔頂冷凝水一般采用深井水，溫度t12；3）塔釜加熱方式：間接蒸汽加熱，一般采用3kgf/cm水蒸汽。4）全塔效率： = 52%3.分離要求：1)x=99.5；2)x=0.2；3)回流比R/R =1.6。 指導(dǎo)教師:邢衛(wèi)紅 劉暢 20010年6月14日前 言化學(xué)工業(yè)中塔設(shè)備是化工單元操作中重要的設(shè)備之一，化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收、解吸、精餾、萃取

3、、增濕、減濕等單元操作中，精餾操作是最基本的單元操作之一，它是根據(jù)混合液中各組分的揮發(fā)能力的差異進(jìn)行分離的。塔設(shè)備一般分為級(jí)間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點(diǎn)，但其結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，阻力降較大。在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。本次化工原理課程設(shè)計(jì)的主要內(nèi)容包括：精餾方案的選定，甲醇-水體系的相平衡關(guān)系，工藝計(jì)算，精餾塔的工藝條件及相關(guān)物性參數(shù)的計(jì)算，精餾塔和塔板主要尺寸的設(shè)計(jì)，塔體總高以及輔助裝置的設(shè)計(jì)；其中，精餾方案選定包括操作壓力，進(jìn)料狀態(tài)，加熱方式等；相平衡關(guān)系包括甲醇-水

4、體系常壓下各組分T-XY曲線，YX曲線和相對(duì)揮發(fā)度的確定；工藝計(jì)算包括物料衡算，熱量衡算，回流比選定，理論板數(shù)和實(shí)際板數(shù)的確定等；精餾塔的工藝條件及相關(guān)物性參數(shù)的計(jì)算主要包括操作壓力，操作溫度，平均摩爾質(zhì)量，平均密度，液體平均表面張力計(jì)算等。精餾塔主要尺寸設(shè)計(jì)包括塔板尺寸選取，篩孔大小的選定，流體力學(xué)計(jì)算和校核以及塔負(fù)荷性能圖等；塔輔助設(shè)備設(shè)計(jì)包括塔體總高度，回流冷凝器選型，再沸器選型等。在本次化工原理課程設(shè)計(jì)過(guò)程中，得到了邢衛(wèi)紅老師、居沈貴老師以及研究生學(xué)長(zhǎng)、同學(xué)的熱心幫助和悉心指導(dǎo)，在此向他們表示最衷心的感謝。由于此次設(shè)計(jì)時(shí)間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇切希望各位老師指出，以

5、便修正。 2010年6月目 錄第一章 塔設(shè)備發(fā)展歷史及篩板塔簡(jiǎn)要介紹-6第二章 篩板精餾塔的設(shè)計(jì)-82.1 精餾方案的選定-82.1.1 操作壓力-82.1.2 進(jìn)料狀態(tài)-82.1.3 加熱方式-82.1.4 回流比R的選擇-92.1.5 塔頂冷凝水的選擇-92.2 流程簡(jiǎn)介及流程圖 2.2.1 流程簡(jiǎn)介-9 2.2.2 流程圖-9第三章 工藝計(jì)算-103.1 物料衡算-103.2 原料液以及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量-103.3 q線方程與平衡線方程-103.4 最小回流比Rmin和工藝采用的回流比R的確定-123.5 精餾段和提餾段氣液流量的確定-133.6 操作線方程的確定-133.7

6、 理論塔板數(shù)的確定-133.8 實(shí)際塔板數(shù)及全塔效率確定-14第四章 精餾塔的工藝條件及相關(guān)物性參數(shù)的計(jì)算-144.1 塔和塔板設(shè)計(jì)的主要依據(jù)-144.2 精餾塔工藝條件計(jì)算-144.2.1 操作壓力的計(jì)算-144.2.2 操作溫度的計(jì)算-154.2.3塔內(nèi)物料平均分子量、張力、黏度、流量及密度的計(jì)算-154.2.3.1 密度及流量-154.2.3.2 液相表面張力的確定-164.2.3.3 液體平均黏度計(jì)算-17第五章 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算-175.1 精餾段塔體工藝尺寸計(jì)算-175.1.1 塔徑的計(jì)算-175.2 精餾段塔板工藝尺寸計(jì)算-195.2.1 溢流裝置-195.2.2 塔板布

7、置-205.2.3 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算-215.2.4 塔板負(fù)荷性能圖-245.3 提餾段塔體工藝尺寸計(jì)算-265.3.1 塔徑的計(jì)算-265.4 提餾段塔板工藝尺寸計(jì)算-275.4.1 溢流裝置-275.4.2 塔板布置-285.4.3 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算-295.4.4 塔板負(fù)荷性能圖-305.5 塔有效高度-335.6整體塔高-33第六章 精餾塔的附屬設(shè)備及接管尺寸-346.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）-346.2釜式再沸器（列管式再沸器（蒸發(fā)器）-366.3原料預(yù)熱器-386.4各種管尺寸的確定-39 6.4.1釜?dú)堃撼隽瞎?396.4.2回流液管-396.4.3再沸器蒸汽進(jìn)口管-39

8、6.4.4塔頂蒸汽出口管-396.4.5冷凝水管-406.5冷凝水泵-40第七章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總-41參考文獻(xiàn)-43討論和體會(huì)-44第一章 塔設(shè)備發(fā)展歷史及篩板塔簡(jiǎn)要介紹化工單元操作中，塔設(shè)備的發(fā)展具有非常重要的歷史意義。氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。下面將幾個(gè)方面對(duì)板式塔和填料塔的操作性能進(jìn)行比較，并列表于1.1如下所示：表1.1 板式塔和填料塔的相關(guān)操作性能比較項(xiàng) 目塔 型板 式 塔填 料 塔壓 力 降壓力降一般比填料塔大；壓力降較小，較適合于壓力降小的場(chǎng)合；生產(chǎn)能力空塔氣速較??；空塔氣速較大；塔 效 率效率穩(wěn)定，大塔效率比小塔效率高；塔徑

9、在1400mm以下效率較高，塔徑增大，效率經(jīng)常會(huì)下降；液 氣 比適應(yīng)范圍比較大；對(duì)液體噴淋量有一定要求；持 液 量比較大；比較??；材質(zhì)要求一般金屬材料制作；可以用非金屬耐腐蝕材料制作；安裝維修比較容易；比較困難；造 價(jià)直徑比較大時(shí)，一般比填料塔造價(jià)低；直徑小于800mm時(shí)，一般比板式塔造價(jià)低，直徑大，造價(jià)高；重 量比較輕；比較重；塔板型式種類繁多，有篩板塔，浮閥塔，泡罩塔，舌形塔板，網(wǎng)孔塔板，垂直篩板，林德篩板，多降液管塔板和穿流式波紋塔板等。（1） 泡罩塔泡罩塔是工業(yè)上應(yīng)用最早的塔，其主要元件為升氣管和泡罩。泡罩安裝在升氣光的頂部，分圓形和條形兩種，國(guó)內(nèi)應(yīng)用較多的是圓形泡罩。泡罩的尺寸為80

10、mm、100mm、150mm三種，可根據(jù)塔徑的大小選擇。通常塔徑小于1000mm，選用80mm的泡罩；塔徑大于2000mm，選用150mm的泡罩。泡罩塔的主要優(yōu)點(diǎn)是操作彈性大，液氣比范圍大，不易堵塞，適于處理各種物料，操作穩(wěn)定可靠。其缺點(diǎn)是結(jié)構(gòu)復(fù)雜，造價(jià)高；板上液層厚，塔板壓降大，生產(chǎn)能力及板效率較低。近年來(lái)，泡罩塔板已經(jīng)逐漸被篩板、浮閥塔板所取代。在設(shè)計(jì)中除特殊需要外（如分離粘度大，易結(jié)焦等物系）外一般不宜選用。（2）篩板塔1932年，篩板塔是工業(yè)上最早應(yīng)用的塔板型式。但是，由于當(dāng)時(shí)對(duì)篩板塔流體力學(xué)研究較少，認(rèn)為篩板塔容易漏液，操作彈性小，操作不易掌握，而沒有得到廣泛的推廣和利用。另一方面，

11、由于篩板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低廉，又使得篩板塔有極其大的吸引力。20世紀(jì)50年代以來(lái)，隨著化工工業(yè)生產(chǎn)發(fā)展的需要，人們對(duì)篩板塔作了大量的研究，經(jīng)過(guò)實(shí)踐證明：設(shè)計(jì)良好的篩板塔是一種效率高，生產(chǎn)力大的塔板。據(jù)相關(guān)文獻(xiàn)統(tǒng)計(jì)，在日本，篩板塔占塔類設(shè)備總數(shù)的25%，在歐美各國(guó)占塔類總數(shù)的60%。篩板塔板簡(jiǎn)稱篩板，結(jié)構(gòu)特點(diǎn)為塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板（孔徑為38mm）和大孔徑篩板（孔徑1025mm）兩類。工業(yè)應(yīng)用中以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊的場(chǎng)合（如分離粘度大，易結(jié)焦等物系）篩板塔也是傳質(zhì)過(guò)程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有： 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩

12、塔的60，為浮閥塔的80左右。處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。氣體分散均勻，傳質(zhì)效率高，比泡罩塔高15左右。板上液面落差小，氣體壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。篩板塔的缺點(diǎn)是： a.塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 b.操作彈性較小(約23)。c.小孔篩板容易堵塞，不易處理粘度大，易結(jié)焦的物料。應(yīng)予指出，盡管篩板的傳質(zhì)效率高，但若設(shè)計(jì)和操作不當(dāng)，易產(chǎn)生漏液，使得操作彈性減小，傳質(zhì)速率下降，故過(guò)去工業(yè)上應(yīng)用較為謹(jǐn)慎。近年來(lái)，由于設(shè)計(jì)和控制水平的不斷提高，可使篩板的操作非常精確，彌補(bǔ)上述的不足，故應(yīng)用日趨廣泛。在確保精確設(shè)計(jì)和采用先進(jìn)控制手段的前提下，設(shè)計(jì)中可大量選

13、用。（3）浮閥塔浮閥塔是在泡罩塔和篩板塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的，它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設(shè)有浮動(dòng)的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價(jià)等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過(guò)程中。塔徑從200mm到6400mm，使用效果均較好。國(guó)外浮閥塔徑，大者可達(dá)10m，塔高可達(dá)80m，板數(shù)有的多達(dá)數(shù)百塊。浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因?yàn)樗哂邢铝刑攸c(diǎn)：處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加2040，而接近于篩板塔。操作彈性大，

14、一般約為59，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。壓強(qiáng)小，在常壓塔中每塊板的壓強(qiáng)降一般為400660N/m2。液面梯度小。 使用周期長(zhǎng)。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝容易，制造費(fèi)為泡罩塔板的6080,為篩板塔的120130。 第二章 篩板精餾塔的設(shè)計(jì)2.1 精餾方案的選定精餾方案的選定主要目的在于確定整個(gè)精餾裝置的流程，主要設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和操作條件。工藝設(shè)計(jì)中選定的方案必須符合以下幾點(diǎn)：能滿足工藝要求，達(dá)到指定的產(chǎn)量和質(zhì)量；操作平穩(wěn)，易于調(diào)節(jié)；經(jīng)濟(jì)合理；安全生產(chǎn)。由于在本次化工原理課程設(shè)計(jì)的任務(wù)以及要求中，已經(jīng)確定了相關(guān)的條件

15、。查甲醇-水體系相關(guān)物性數(shù)據(jù)具體如下表2.1表2.1 甲醇-水體系相關(guān)性質(zhì)數(shù)名稱分子式相對(duì)分子質(zhì)量密 度常壓下沸點(diǎn)單位kg/kmolg/mlK甲醇CH4032.0420.791337.8水H2018.0150.998373.22.1.1 操作壓力甲醇-水體系設(shè)計(jì)中，由于甲醇沸點(diǎn)337.8K，水沸點(diǎn)373.2K,此外甲醇和水在常壓下都是液體，而且都不是熱敏性物料，同時(shí)根據(jù)課程設(shè)計(jì)要求，甲醇-水體系選擇操作壓力為101.325kPa,即常壓精餾。2.1.2 進(jìn)料狀態(tài)從精餾原理來(lái)講，如果要使回流充分發(fā)揮作用，全部冷液從塔頂進(jìn)料，全部熱量從塔釜進(jìn)入是最佳的進(jìn)料狀態(tài)。但是考慮到實(shí)際過(guò)程中操作費(fèi)用、設(shè)備費(fèi)

16、用以及操作平穩(wěn)性等，將進(jìn)料預(yù)熱到飽和液體狀態(tài)。甲醇-水體系選擇純液相進(jìn)料，即泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1。2.1.3 加熱方式精餾塔經(jīng)常設(shè)置再沸器，采用塔釜間接蒸汽加熱，保證能提供足夠的熱量。本次課程設(shè)計(jì)要求加熱方式為塔釜間接蒸汽加熱，一般采用3kgf/cm2水蒸汽。綜合以上精餾方案以及課程設(shè)計(jì)任務(wù)中要求的利用篩板塔進(jìn)行設(shè)計(jì)等因素，現(xiàn)給出精餾塔示意圖以及篩板塔示意圖。圖2.1 精餾塔示意圖 圖2.2 篩板塔示意圖2.1.4 回流比R的選擇實(shí)際操作的R必須大于Rmin，但并無(wú)上限限制。選定操作R時(shí)應(yīng)考慮，隨R選值的增大，塔板數(shù)減少，設(shè)備投資減少，但因塔內(nèi)氣、液流量L，V，L，V增加，勢(shì)必使蒸餾釜加熱量及冷凝

17、器冷卻量增大，耗能增大，既操作費(fèi)用增大。若R值過(guò)大，即氣液流量過(guò)大，則要求塔徑增大，設(shè)備投資也隨之有所增大。其設(shè)備投資操作費(fèi)用與回流比之間的關(guān)系如下圖所示。總費(fèi)用最低點(diǎn)對(duì)應(yīng)的R值稱為最佳回流比。設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)根據(jù)技術(shù)經(jīng)濟(jì)核算確定最佳R值，常用的適宜R值范圍為：R（1.22）Rmin。本設(shè)計(jì)考慮以上原則，選用：R1.6Rmin2.1.5 塔頂冷凝水的選擇。塔頂冷凝水一般采用深井水，溫度t12。2.2 流程簡(jiǎn)介及流程圖2.2.1 流程簡(jiǎn)介含甲醇0.15（摩爾分?jǐn)?shù)）的甲醇水混合液經(jīng)過(guò)預(yù)熱器，預(yù)熱到泡點(diǎn)進(jìn)料。進(jìn)入精餾塔后分離，塔頂蒸汽冷凝后有一部分作為產(chǎn)品（含甲醇0.995），一部分回流再進(jìn)入塔中，塔底殘留

18、液給再沸器加熱后，部分進(jìn)入塔中，部分液體作為產(chǎn)品排出塔體（含水0.002）。2.2.2 簡(jiǎn)略流程圖如下：第三章 工藝計(jì)算一般來(lái)說(shuō)，工藝計(jì)算主要包括物料衡算，熱量衡算，回流比選定，理論板數(shù)和實(shí)際板數(shù)的確定等方面。3.1 物料衡算F=D+W； Fx=Dx+Wx；以塔頂輕組分甲醇為主要產(chǎn)品，回收率為：=已知F=220kmol/h，x =0.15，甲醇塔頂出口質(zhì)量分率x=0.995，塔底出口質(zhì)量分率x= 0.002，則D=32.79kmol/h，W=187.21kmol/h，98.87；3.2 原料液以及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量水的摩爾質(zhì)量M18.015kg/kmol甲醇的摩爾質(zhì)量M32.042k

19、g/kmol進(jìn)料平均摩爾質(zhì)量M20.119050kg/kmol塔頂平均摩爾質(zhì)量M31.971865kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量M18.043054kg/kmol表3.1 甲醇-水體系摩爾質(zhì)量綜上所述，經(jīng)過(guò)物料衡算得到各股物流相關(guān)參數(shù)，具體如下表3.2：參數(shù)名稱水摩爾分率 其他參數(shù)進(jìn)料量F=220kmol/hx=0.15 =98.87%；塔頂出料 D=32.79kmol/h x=0.995塔釜出料 W=187.21kmol/hx=0.002表3.2 各股物流參數(shù)3.3 q線方程與平衡線方程 （1）q線方程：x=0.15。 （2）平衡線方程 求平衡線方程需要借助于origin軟件，利用甲醇-水汽

20、液平衡數(shù)據(jù)（表3.3），得到曲線如圖3.1。 甲醇摩爾分?jǐn)?shù)溫度/液相中氣相中0.000.0001000.020.13496.40.040.23093.50.060.30491.20.080.36589.30.100.41887.70.150.51784.40.200.57981.70.300.66578.00.400.72975.30.500.77973.10.600.82571.20.700.87069.30.800.91567.50.900.95866.00.950.97965.0圖3.11164.5另外，由此也可得到二元體系T-X-Y圖圖3.23.4最小回流比R和工藝采用的回流比R的確定

21、 在origin中找出q線方程（q=1）與平衡線方程的交點(diǎn)（0.15，0.517）（見圖3.3），即（，），又有=0.995，由此可得出。由R=1.6R，得到R=2.083924。圖3.33.5 精餾段和提餾段氣液流量的確定已知 D32.79kmol/h R2.083924精餾段：LRD68.33186kmol/h V（R1）D101.1219kmol/h提餾段：LLqF68.33186+1×220=288.3319kmol/h VV（1q）F101.1219（11）×220=101.1219kmol/h3.6 操作線方程的確定精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：3.7 理

22、論塔板數(shù)的確定本設(shè)計(jì)中理論板數(shù)是在Origin中采用圖解法確定的。具體圖解見圖3.4。圖3.4利用Origin軟件模擬可得，在進(jìn)料為220kmol/h，進(jìn)料濃度為0.15，塔頂出口濃度0.995等操作條件下，有如下結(jié)論：（1）精餾段共有10塊理論板；（2）提餾段塔板數(shù)不足5塊，則有；（3）進(jìn)料位置為第11塊塔板， 因蒸餾釜相當(dāng)于一塊理論板,故總理論板數(shù)為14.91塊。3.8 實(shí)際塔板數(shù)及全塔效率確定由工藝設(shè)計(jì)條件知全塔效率= 52%，則可推出以下結(jié)論。N=10/0.52=19.2320；N=4.91/0.52=9.4410(包括再沸器)；NN+ N20+10=30塊。第四章 精餾塔的工藝條件及

23、相關(guān)物性參數(shù)的計(jì)算4.1 塔和塔板設(shè)計(jì)的主要依據(jù)在篩板塔和塔內(nèi)篩板設(shè)計(jì)過(guò)程中，主要依據(jù)的設(shè)計(jì)參數(shù)如下：汽相流量V，汽相密度，液相流量L，液相密度，表面張力。由于各板的組成溫度的不同，因此汽液兩相的體積流量和密度也隨之變化。在本次設(shè)計(jì)中，汽液相的體積流量變化不是很大，可以取進(jìn)料組成和塔頂組成的平均值為代表，以及與對(duì)應(yīng)的汽液相體積流量和密度作為精餾段的設(shè)計(jì)依據(jù)。另外取進(jìn)料組成和塔釜組成的平均值為代表，以及與對(duì)應(yīng)的汽液相體積流量和密度作為提餾段的設(shè)計(jì)依據(jù)。4.2精餾塔工藝條件計(jì)算4.2.1 操作壓力的計(jì)算應(yīng)該根據(jù)處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性原則。對(duì)熱敏物料，一般采用減壓操作，可

24、使相對(duì)揮發(fā)度增大，利于分離，但壓力減小，導(dǎo)致塔徑增加，要使用抽空設(shè)備。對(duì)于物性無(wú)特殊要求的采用常壓操作。由于甲醇-水體系對(duì)溫度的依賴性不強(qiáng)，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費(fèi)用，操作壓力選為常壓。其中，塔頂壓力P=101.325+4=105.325kPa； 塔底壓力要求P<=1.5atm；單板壓降P=0.7kPa；進(jìn)料板壓力P=105.325+0.7×20=119.325kpa；塔底壓力P=105.325+0.7×30=126.325kpa<1.5atm，滿足條件；精餾段平均操作壓力P=(105.325kPa+119.325kPa)/2=112.325kPa。提餾段

25、平均操作壓力P=(119.325kPa+126.325kPa)/2=122.825kPa。4.2.2 操作溫度的計(jì)算（1）泡點(diǎn)進(jìn)料：x0.15,查的進(jìn)料板溫度=84.44；（2）塔頂溫度：=64.55；塔釜溫度：= 99.62；（3）精餾段平均溫度：； 提餾段平均溫度：； 全塔平均溫度： 。4.2.3塔內(nèi)物料平均分子量、張力、黏度、流量及密度的計(jì)算4.2.3.1 密度及流量甲醇的分子量為32.042kg/kmol (Ma)；水的分子量為18.015kg/kmol (Mb)（1）精餾段精餾段平均溫度=74.495 ，由“t-x-y”圖得到：=0.436272461，=0.746761387=74

26、4.006， ；液相平均分子量：M=xM+(1-x) M=24.1346kg/kmol；氣相平均分子量：M= yM+(1-y) M=28.4898kg/kmol；液相密度：；氣相密度：（氣相視為理想氣體）；液相流量： ；氣相流量： 。（2）提餾段提餾段平均溫度：=92.03，由“t-x-y”圖得到：=0.0530714584，=0.277058086=722.2813，=963.8993液相平均分子量：M=xM+(1-x) M=18.7594kg/kmol氣相平均分子量：M= yM+(1-y) M= 21.9013kg/kmol液相密度：氣相密度：（氣相視為理想氣體）液相流量： 氣相流量： 4

27、.2.3.2 液相表面張力的確定（1）塔頂液相表面張力=64.55, =17.73 ,=65.35 =0.995*17.73+(1-0.995)*65.35=17.97（2）進(jìn)料板液相表面張力=84.4, =16.15, =61.75=0.15*16.15+0.85*61.75=54.91（3）塔底液相表面張力=99.62，=14.75，=58.91=0.002*14.75+0.998*58.91=58.82（4）精餾段平均液相表面張力 提餾段平均液相表面張力 全塔平均液相表面張力 4.2.3.3 液體平均黏度計(jì)算（1）公式：（2）塔頂液體黏度=64.55，=0.340，=0.441（3）進(jìn)料

28、板液體黏度=84.4，=0.326（4）塔底液體黏度 ，=0.284（4）精餾段平均液相粘度(+)/2=0.333提餾段平均液相粘度(+)/2=0.305全塔平均液相粘度(+)/2=0.312第五章 精餾塔的工藝尺寸計(jì)算5.1 精餾段塔體工藝尺寸計(jì)算5.1.1塔徑的計(jì)算欲求塔徑應(yīng)先求出空塔氣速 ，u安全系數(shù)×u功能參數(shù)：取塔板間距=0.45m，板上液層高度=60mm=0.06m那么分離空間：- =0.45-0.06=0.39m圖5.1從史密斯關(guān)聯(lián)圖（圖5.1）查得：，由于m/s安全系數(shù)取0.7，則有 u=0.7=0.72.3968=1.678圓整得 D=0.8m塔截面積：實(shí)際空塔氣速

29、：校正泛點(diǎn)率： 泛點(diǎn)率=1.44/2.3968=0.6001，符合要求。5.2 精餾段塔板工藝尺寸計(jì)算5.2.1 溢流裝置1、降液管和溢流方式的選定經(jīng)圓整后標(biāo)準(zhǔn)塔徑D=0.8m，設(shè)計(jì)中選用弓形降液管。由于塔徑為800mm，在600mm以上的塔多采用凹形受液盤；溢流方式與降液管布置有關(guān)。液體自受液盤橫向流過(guò)塔板至溢流堰，這種溢流方式流徑長(zhǎng)，板效率高，塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，加工方便。因此，考慮到諸多經(jīng)濟(jì)因素和生產(chǎn)因素，選定溢流方式為單溢流方式。2、溢流裝置計(jì)算因經(jīng)過(guò)圓整后的塔徑D=0.8m，選用單溢流弓形降液管，采用凹形受夜盤，不設(shè)進(jìn)口堰。（1）堰長(zhǎng) 對(duì)于單溢流=（0.6-0.8）D，取=0.66D=0.

30、528m；（2）溢流堰高度由=+ 其中近似取E=1，可得：取板上清夜層高度：=0.06-0.00689=0.05311m；3. 弓形降液管寬度和截面積由，查圖5-2，可得： ,；所以=0.075×0.5026=0.0377m；=0.125×0.8=0.1m;計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即 所以降液管設(shè)計(jì)合理，可使得汽液充分接觸，達(dá)到傳質(zhì)平衡。圖5-2 弓形降液管的參數(shù)4.降液管底隙高度(降液管與下層塔板的距離)取液體通過(guò)降液管底隙的流速為0.10m/s,應(yīng)滿足故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤, 深度5.2.2 塔板布置1、塔板的分塊由于D=800mm

31、,故塔板采用分塊式。表5.1 塔板分塊數(shù)查天津大學(xué)出版社化工原理課程設(shè)計(jì)表5-3，即上表5.1可知，塔板分塊數(shù)為3塊。2、邊緣區(qū)寬度確定安定區(qū)：入口安定區(qū)和出口安定區(qū)的選擇對(duì)于篩板塔，常取50100mm，選取=0.05mm;邊緣區(qū)：對(duì)于篩板塔，常取5070mm，選取=0.05m;3、開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積：4、篩板計(jì)算及其排列本次篩板設(shè)計(jì)中，取厚度=4mm的碳鋼塔板，篩板直徑=5mm；篩板按照正三角形排列，取孔中心距為：；篩孔數(shù)目n為：開孔率為氣體通過(guò)閥孔的氣速：5.2.3 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1、塔板壓降（1）干板阻力的計(jì)算由，查圖5-3得圖5-3 干篩孔的流量系數(shù)液柱；（2）氣體通過(guò)液層阻

32、力的計(jì)算=查天津大學(xué)出版社化工原理課程設(shè)計(jì)圖5-11，即圖5-4，得=0.58；則：=m液柱；圖5-4 充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖（3）液體表面張力的阻力=液柱；氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度:單板壓降（設(shè)計(jì)壓降），符合條件。2、液面落差對(duì)于篩板塔，由于篩板上沒有突起的汽液接觸構(gòu)件，液面落差很小。暫不考慮篩板的液面落差。3、液沫夾帶液沫夾帶量： 因此本設(shè)計(jì)液沫夾帶在允許范圍內(nèi)。4、漏液篩板塔漏液點(diǎn)氣速：=實(shí)際孔速=22.3m/s>；穩(wěn)定系數(shù)為：因此，在本設(shè)計(jì)中沒有明顯漏液現(xiàn)象。5、液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度 ，甲醇-水體系屬于一般體系，取=0.5，則：由于板上不設(shè)進(jìn)口堰，m液柱；而0.08

33、3+0.06+0.00153=0.14453m；因此本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。5.2.4 塔板負(fù)荷性能圖1、漏液線由=， ， 得 在操作范圍內(nèi)可以作出漏液線1；2、液沫夾帶線以為限求-關(guān)系：由， , 整理得在操作范圍內(nèi)可以作出液沫夾帶線2；3、液相負(fù)荷下限線對(duì)平直堰取堰上上層清液高度作為最小液相負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，根據(jù)此數(shù)據(jù)可以作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3；4、液相負(fù)荷上限線以=4s作為液體在降液管中停留的下限故根據(jù)此數(shù)及可以作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4；5、液泛線= ()由，得其中 代入數(shù)據(jù) 則在操作范圍內(nèi)可以作出液泛線5；根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔精餾段負(fù)荷性能曲線(運(yùn)用O

34、rigin軟件作圖)，如圖5-5所示。并根據(jù)本設(shè)計(jì)中的操作點(diǎn)(,)確定正常操作區(qū)中的A點(diǎn)。 圖5.1 精餾段操作負(fù)荷性能曲線由精餾段操作負(fù)荷性能曲線圖可以得出：則操作彈性=5.3 提餾段塔體工藝尺寸計(jì)算5.3.1塔徑的計(jì)算功能參數(shù)：取塔板間距，板上液層高度=0.06m那么分離空間： =0.45-0.06=0.39m從史密斯關(guān)聯(lián)圖(圖5.1)查得：，由于=0.7=0.7*3.202129=2.2415圓整取D=0.8m塔截面積：空塔氣速：5.4 提餾段塔板工藝尺寸計(jì)算5.4.1 溢流裝置1、降液管和溢流方式的選定經(jīng)圓整后標(biāo)準(zhǔn)塔徑D=0.8m，設(shè)計(jì)中選用弓形降液管。由于塔徑為800mm，在600m

35、m以上的塔多采用凹形受液盤；溢流方式與降液管布置有關(guān)。液體自受液盤橫向流過(guò)塔板至溢流堰，這種溢流方式流徑長(zhǎng)，板效率高，塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，加工方便。因此，考慮到諸多經(jīng)濟(jì)因素和生產(chǎn)因素，選定溢流方式為單溢流方式。2、溢流裝置計(jì)算因經(jīng)過(guò)圓整后的塔徑D=0.8m，選用單溢流弓形降液管，采用凹形受夜盤，不設(shè)進(jìn)口堰。（1）堰長(zhǎng) 對(duì)于單溢流=（0.6-0.8）D，取=0.66D=0.528m；（2）溢流堰高度由=+ 其中近似取E=1，可得：取板上清夜層高度：=0.06-0.014=0.046m；3.弓形降液管寬度和截面積由，查圖5-2，可得： ,；所以=0.075×0.5026=0.0377m；=0.

36、125×0.8=0.1m;計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即 所以降液管設(shè)計(jì)合理，可使得汽液充分接觸，達(dá)到傳質(zhì)平衡。4.降液管底隙高度(降液管與下層塔板的距離)取液體通過(guò)降液管底隙的流速為0.10m/s,應(yīng)滿足故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤, 深度5.4.2 塔板布置1、塔板的分塊由于D=800mm,故塔板采用分塊式；查天津大學(xué)出版社化工原理課程設(shè)計(jì)表5-3（表5.1）可知，塔板分塊數(shù)為3塊。2、邊緣區(qū)寬度確定安定區(qū)：入口安定區(qū)和出口安定區(qū)的選擇對(duì)于篩板塔，常取50100mm，選取邊緣區(qū)：對(duì)于篩板塔，常取5070mm，選取3、開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積：4、篩板計(jì)

37、算及其排列本次篩板設(shè)計(jì)中，取厚度=4mm的碳鋼塔板，篩板直徑=5mm；篩板按照正三角形排列，取孔中心距為：；篩孔數(shù)目n為：開孔率為氣體通過(guò)閥孔的氣速：5.4.3 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1、塔板壓降(1)干板阻力的計(jì)算由，查圖5-3得液柱；（2）氣體通過(guò)液層阻力的計(jì)算=查圖5-4，得=0.59；則：=m液柱；（3）液體表面張力的阻力=液柱；氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度:單板壓降（設(shè)計(jì)壓降），符合條件。2、液面落差對(duì)于篩板塔，由于篩板上沒有突起的汽液接觸構(gòu)件，液面落差很小。暫不考慮篩板的液面落差。3、液沫夾帶液沫夾帶量： 因此本設(shè)計(jì)液沫夾帶在允許范圍內(nèi)。4、漏液篩板塔漏液點(diǎn)氣速：=實(shí)際孔速=21.48m

38、/s>；穩(wěn)定系數(shù)為：因此，在本設(shè)計(jì)中沒有明顯漏液現(xiàn)象。5、液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度 ，甲醇-水體系屬于一般體系，取=0.5，則：由于板上不設(shè)進(jìn)口堰，m液柱；而0.083650116+0.06+0.00153=0.145180116m；因此本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。5.2.4 塔板負(fù)荷性能圖1、漏液線由=， ， 得 在操作范圍內(nèi)可以作出漏液線1；2、液沫夾帶線以為限求-關(guān)系：由， , 整理得在操作范圍內(nèi)可以作出液沫夾帶線2；3、液相負(fù)荷下限線對(duì)平直堰取堰上上層清液高度=0.006m 作為最小液相負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，根據(jù)此數(shù)據(jù)可以作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3；4、液相負(fù)荷上限

39、線以=4s作為液體在降液管中停留的下限故根據(jù)此數(shù)及可以作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4；5、液泛線= ()由，得其中 代入數(shù)據(jù) 則在操作范圍內(nèi)可以作出液泛線5；根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔提餾段負(fù)荷性能曲線(運(yùn)用Origin軟件作圖)，如圖5.2所示。并根據(jù)本設(shè)計(jì)中的操作點(diǎn)(,)確定正常操作區(qū)中的A點(diǎn)。圖5.2 提餾塔負(fù)荷性能曲線由精餾段操作負(fù)荷性能曲線圖可以得出：則操作彈性=5.3塔有效高度精餾段有效高度 提餾段有效高度從塔頂開始每隔6塊板開一個(gè)人孔，其直徑為0.45米，開人孔的兩塊板間距取0.7米，所以應(yīng)多加高(0.7-0.45)×30/6=1.25m5.4整體塔高(1

40、)塔頂空間HD取HD=1.6=0.72m加一人孔0.45米,共為1.17m(2)塔底空間塔底儲(chǔ)液高度依停留4min而定取塔底液面至最下層塔板之間的距離為1m，中間開一直徑為0.45m的人孔 1+0.77=1.77m(3)整體塔高 第六章 精餾塔的附屬設(shè)備及接管尺寸6.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）甲醇-水走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式6.1.1估計(jì)換熱面積甲醇-水冷凝蒸汽的數(shù)據(jù)=64.55，則冷凝蒸汽量：由于甲醇摩爾分?jǐn)?shù)為0.995,所以可以忽略水的冷凝熱，r=1100.18KJ/kg 冷凝水始溫為12，取冷凝器出口水溫為20，在平均溫度物性數(shù)據(jù)如表8-1（甲醇在膜溫40.3下，水在平均溫度

41、16下）（kg/m3）Cp(KJ/k.)kg(s.m)(w/(m.)甲醇-水771.82.59645×10-50.1888水998.84.18621111×10-50.5887表8-1 a. 設(shè)備的熱參數(shù)：b水的流量：c平均溫度差：根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計(jì)表”取K=300W/(m.) 傳熱面積的估計(jì)值為：考慮15的面積裕度，A=1.15A=1.15*68=78 由上面計(jì)算數(shù)據(jù)，選型如下：公稱直徑D/mm600管子尺寸/mm25公稱壓力 Pg/（MPa）16管子長(zhǎng)l/m6管程數(shù)Np2管數(shù)n/根254殼程數(shù)Ns1管心距t/mm31.25管子排列正三角排列核算管程、殼程的流速及Re（

42、一）管程流通截面積： 管內(nèi)水的流速 （二）殼程流通截面積： 取=18 殼內(nèi)甲醇-水流速當(dāng)量直徑 6.1.2計(jì)算流體阻力（1）管程流體阻力設(shè)管壁粗糙度為0.1mm，則/d=0.005,，查得摩擦系數(shù)=0.038 符合一般要求（2）殼程流體阻力 Re=1235>500，故 管子排列為正三角形排列，取F=0.5擋板數(shù) 塊代入得 取污垢校正系數(shù)F=1.0 故管殼程壓力損失均符合要求6.1.3計(jì)算傳熱系數(shù)（1）管程對(duì)流給熱系數(shù)膜的雷諾數(shù)所以為垂直湍流管（2）殼程對(duì)流給熱系數(shù)Re=1235=殼程采用弓形折流板，故（3）計(jì)算傳熱系數(shù)取污垢熱阻 Rs0.15m/kW Rs=0.58 m/kW以管外面積為

43、基準(zhǔn) （4）計(jì)算傳熱面積 所選換熱器實(shí)際面積為裕度所選換熱器合適6.2釜式再沸器：計(jì)算熱負(fù)荷：考慮到5%的熱損失后 選用0.2MPa飽和水蒸氣加熱，因兩側(cè)均為恒溫相變 取傳熱系數(shù)K=1000W/（m2.K）估算傳熱面積取安全系數(shù)0.8，實(shí)際傳熱面積A=168.09/0.8=210.12m26.3原料預(yù)熱器原料加熱：采用壓強(qiáng)為270.25kPa的飽和水蒸汽加熱，溫度為130，冷凝溫度至130流體形式，采用逆流加熱查表=2.48 kJ/(kgK) =4.183 kJ/(kgK)摩爾分?jǐn)?shù) =0.15根據(jù)上式可知：=2.48×0.15+4.138×0.85=3.8893kJ/(kgK)設(shè)加熱原料溫度由20到84.44 考慮到5%的熱損失后選擇傳熱系數(shù)K=800 w/(m2K)計(jì)算傳熱面積：取安全系數(shù)為0.8 A實(shí)際=5.26/0.8=6.6m26.4管路設(shè)計(jì)6.4.1釜?dú)堃撼隽瞎芨獨(dú)堃旱捏w積流量：取適宜的輸送速度=0.785m/s則經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管，規(guī)格：45mm2.5mm實(shí)際管內(nèi)流速：6.4.2回流液管回流液體積流量利用液體的重力進(jìn)行回流，取適宜的回流速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管，規(guī)格：45mm3mm實(shí)際管內(nèi)流速：6.4.3再沸器蒸汽進(jìn)口管V